中国石油大学课程设计-曹震-正戊烷-正己烷-正庚烷-正辛烷

1、化工原理课程设计说 明 书设计题目：设计连续精馏分离装置 （分离正戊烷,正己烷,正庚烷,正辛烷混合物）班 级：化工06-2班姓 名：曹 震指导老师：马 庆 兰设计成绩：日 期：2009年6月8日2009年7月1日目 录设计方案简介2工艺流程简图3第一章 塔的工艺计算41.1产品的组成及产品量的确定41.2操作温度与压力的确定 51.3最小回流比的确定91.4最小理论板数的确定 111.5适宜回流比的确定 111.6理论板数及理论加料位置的确定131.7实际板数及实际加料位置的确定 141.8计算塔径 141.9全塔热量衡算 182.0第一章总结 21第二章 塔板的结构设计 222.1塔板的布置

2、 222.2塔板流体力学计算 232.3塔板负荷性能图 30第三章 塔体结构设计333.1塔体的尺寸、材料及开孔333.2确定各接管的流速和直径343.3塔的辅助设备选用 35计算结果汇总表41自我评述44工艺流程简图设计方案简介所设计的任务是：设计连续精馏分离装置，分离正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷，是一个多元精馏过程，轻关键组分是正己烷，重关键组分是正庚烷。根据工艺操作条件和分离任务，初步确定精馏方案，画出工艺流程草图。确定方案流程后，逐步计算和确定多元混合物精馏塔的操作条件及装备设施。首先，通过清晰分割法以及全塔物料衡算，确定塔顶、塔底的组分及其组成，根据回流罐的温度及泡露点方程，计算出

3、塔顶、塔底和进料的压力和温度，进而确定精馏操作条件。通过经验估算出达到分离目的所需的最少理论板数，再结合全塔操作条件，得出最小回流比，通过作理论板数与回流比的关系曲线图，得出适宜回流比，便可确定理论板数和实际板数，并得出实际加料位置。其次，进行全塔热量衡算，算出塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷，然后算出精馏段和提馏段的流量，确定塔径，便可以进行塔体的设计了。我们先从塔板入手，通过计算开孔率，设计并选择出最佳塔板，并进行合理布图。通过塔板水力学计算来验证塔板的设计是否合理，是否会发生过量雾沫夹带、过量漏液和淹塔等现象，并作出塔板负荷性能图，进一步验证计算结果的合理性。接下来，在设计条件下，为精馏塔

4、定出尺寸、材料和规格：选择筒体壁厚和材料，选择适宜的封头，确定人孔的数目和位置，塔体的高度和裙座的形式、尺寸。完成这以后，就可以确定各接管的管径，塔顶冷凝器、塔底再沸器和回流泵等辅助设备的型号，并将所设计的精馏塔反映在图纸上，使设计更加清晰明了。最后，将计算的结果汇总，整理出一份完整的设计说明书。第一章 塔的工艺计算1.1产品的组成及产品量的确定采用清晰分割法。已知进料组成，轻关键组分是正己烷，重关键组分是正庚烷，现将已知和未知列入下表中：正戊烷（）正己烷（）正庚烷（）正辛烷（）进料（F）0.150.30.40.15塔顶产品（D）未知未知0.040塔底产品（W）00.04未知未知可见需要求、。

5、列全塔总物料衡算及组分1、2、3、4的全塔物料衡算可得：已知进料平均摩尔质量则 进料的摩尔流率 代入方程组可求得：，由此可以求出塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：由以上结果得出全塔物料衡算表：项目进料塔顶塔底流率Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷51.2351242.27228.748.994904.9正辛烷19.2121960019.172184.9合计128.071200057.074668.3717331.7组成mol%kg%mol%kg%mol%Kg

6、%正戊烷0.150.1150.340.29900正己烷0.30.2750.620.6520.040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.669正辛烷0.150.183000.270.298合计1111111.2操作温度与压力的确定1.回流罐温度一般保证塔顶冷凝器与冷却介质之间的传热温差：已知冷却剂温度为31，则2.回流罐压力已知 式中为组分饱和蒸汽压，为组分活度系数。因所求混合物可视为理想组分，故取1，又因回流罐中液体即为塔顶产品的组成，所以上式可化为： 由安托因公式求饱和蒸汽压，查文献得：各组分饱和蒸汽压，mmHgT温度，K已知回流罐温度为50，代入安托因公式求得 代入

7、（2）式求得因此，取一个大气压，使其常压操作。3.塔顶压力塔顶管线及冷凝器的阻力可以近似取作0.1atm，则：4.塔顶温度即求塔顶露点温度。采用试差法，先假设一个温度，由安托因公式求得该温度下各组分的饱和蒸汽压值，并分别求出平衡常数K，用露点方程检验等式是否成立，若成立则该温度为塔顶温度，若不成立，继续假设。试差结果如下表：t（）（atm）（atm）（atm）（atm）612.1830.7790.2880.1081.9840.7080.2620.0981.200622.2460.8050.2990.1132.0420.7320.2720.1021.161632.3100.8320.3100.1

8、182.1000.7560.2820.1071.123642.3760.8600.3220.1232.1600.7820.2930.1111.087652.4440.8880.3340.1282.2220.8070.3040.1161.053662.5130.9170.3460.1332.2840.8340.3150.1211.02066.12.5190.9200.3480.1342.2900.8360.3160.1221.01666.22.5260.9230.3490.1342.2970.8390.3170.1221.01366.32.5330.9260.3500.1352.3030.842

9、0.3180.1231.01066.42.5400.9290.3520.1352.3090.8440.3200.1231.00766.52.5470.9320.3530.1362.3160.8470.3210.1241.00466.62.5540.9350.3540.1372.3220.8500.3220.1241.00066.72.5620.9380.3550.1372.3290.8520.3230.1250.99766.82.5690.9410.3570.1382.3350.8550.3240.1250.99466.92.5760.9440.3580.1382.3420.8580.3250

10、.1260.991672.5830.9470.3590.1392.3480.8610.3270.1260.988682.6540.9770.3720.1452.4130.8880.3390.1310.957由该表可知，当t=66.6时，等式成立，因此塔顶温度为66.6。5.塔底压力故塔底压力为1.238atm。6.塔底温度即求塔底泡点温度。采用试差法，先假设一个温度，由安托因公式计算出该温度下各组分的饱和蒸汽压，并分别求出平衡常数K，由泡点方程：检验等式是否成立，若成立，则该温度即为塔底温度，若不成立，继续假设。试差结果如下表：t（）（atm）（atm）（atm）（atm）803.6381.4

11、060.5630.2302.9381.1350.4550.1860.4096904.6461.8640.7760.3303.7531.5050.6270.2670.56461005.8482.4281.0470.4624.7231.9610.8460.3730.76281056.5272.7551.2080.5435.2722.2250.9760.4380.88061086.9612.9661.3130.5965.6232.3961.0610.4810.95771097.1103.0391.3500.6155.7432.4551.0900.4960.9846109.17.1253.0461.3

12、540.6165.7552.4611.0930.4980.9873109.27.1403.0541.3570.6185.7682.4671.0960.4990.9901109.37.1553.0611.3610.6205.7802.4731.0990.5010.9928109.47.1713.0691.3650.6225.7922.4791.1020.5030.9955109.57.1863.0761.3690.6245.8042.4851.1050.5040.9983109.67.2013.0831.3720.6265.8172.4911.1090.5061.001109.77.2163.0

13、911.3760.6285.8292.4971.1120.5071.0038109.87.2313.0981.3800.6305.8412.5031.1150.5091.0065109.97.2463.1061.3840.6325.8532.5091.1180.5101.00931107.2623.1131.3870.6345.8662.5151.1210.5121.01211117.4163.1891.4260.6535.9902.5761.1520.5281.04011127.5723.2661.4650.6736.1162.6381.1830.5441.06881137.7303.345

14、1.5050.6946.2442.7021.2150.5601.0980由该表可知，当t=109.6时，故塔底温度为109.6.7.进料压力设计时，取近似8.进料温度进料为泡点进料，此时进料温度即进料泡点温度，同样采用试差法，先假设一个温度，由安托因公式计算出该温度下各组分的饱和蒸汽压，并分别求出平衡常数K，由泡点方程：检验等式是否成立，若成立，则该温度即为进料温度，若不成立，继续假设。试差结果如下表：t（）（atm）（atm）（atm）（atm）602.1210.7540.2770.1041.8140.6450.2370.0890.5737702.8021.0400.4000.1572.39

15、70.8900.3420.1340.7835712.8791.0730.4140.1632.4630.9180.3540.1390.8075722.9571.1070.4290.1702.5290.9470.3670.1450.8320733.0361.1410.4440.1762.5970.9760.3800.1510.8571743.1171.1760.4600.1832.6661.0060.3930.1570.8827753.2001.2120.4760.1912.7371.0370.4070.1630.9090763.2841.2490.4930.1982.8091.0690.4210

16、.1690.9359773.3701.2870.5100.2062.8831.1010.4360.1760.9634783.4571.3260.5270.2142.9581.1340.4510.1830.991678.23.4751.3340.5310.2152.9731.1410.4540.1840.9973793.5471.3650.5450.2223.0341.1680.4660.1901.0204803.6381.4060.5630.2303.1121.2020.4820.1971.0498813.7301.4470.5820.2393.1911.2380.4980.2041.0799

17、823.8251.4890.6020.2483.2721.2740.5150.2121.1107833.9211.5330.6210.2573.3541.3110.5320.2201.1421844.0191.5770.6420.2673.4381.3490.5490.2281.1743854.1191.6220.6630.2773.5231.3880.5670.2371.2071由结果可知，当t=78.2时，因此进料温度为78.2。1.3最小回流比的确定计算最小回流比的公式如下： 取温度为塔顶塔底平均温度，求得该温度下的相对挥发度，以最重组分正辛烷为对比组分j,计算结果如下：组分1234(a

18、tm)4.4401.7690.7310.30914.3765.7272.3671.000（3）式中的应介于轻、重关键组分的相对挥发度之间，由于已知轻、重关键组分相邻，故式（3）、（4）仅有一个通根，且由于泡点进料，设，代入（3）式得此值与（）值0相差较大，因此继续假设，采用试差法，得出下表结果：3.4-0.04473.41-0.032283.42-0.023.43-0.007863.435-0.001843.440.0041553.450.016041可以看出，当=3.435时，因此取=3.435，将代入（3）式，得1.4最小理论板数的确定对于多元混合物系，有下式：式中，、为轻组分和重组分的摩

19、尔分率，轻重关键组分于塔顶、塔底条件下的相对挥发度见下表：塔顶条件（t=66.6，p=1.1atm）塔底条件（t=109.6，p=1.238atm）0.9344atm0.3541atm3.0835atm1.3725atm2.6392.247于是，由之前所得塔顶塔底的组成可算出：故最小理论塔板数为5.28，但不包括再沸器。1.5适宜回流比的确定如果R增加，理论板数下降，塔高下降，设备费用下降，但液相、气相流率增加，再沸器、冷凝器的热负荷增大，操作费用也会增加，因此选择适宜的回流比，得到最经济的方案。用以下方法求得适宜回流比及理论板数。所分离混合物系可以视作理想溶液，有如下经验关联式：式中N及Nm

20、in不包括再沸器。根据上式，回流比R从Rmin=0.9073至6取一组数，得到相应的X及Y值，最终得到N与R的一组关系数据，如下表：RR/RminXYNN(R+1)0.90731.000000.7526.8851.26911.10210.04630.618616.929733.85941.361.50.19210.455611.263226.59231.51.65320.23710.418410.414026.03511.61.76340.26640.39579.948125.86491.71.87360.29360.37579.564325.82351.81.98380.31880.3577

21、9.241725.87681.92.09410.34230.34168.966226.002122.20430.36420.32708.727826.18352.52.75530.45500.27017.891327.619633.30640.52320.23067.383529.53413.53.85750.57610.20147.040431.681944.40850.61850.17886.792333.96174.54.95960.65320.16096.604336.323955.51070.68210.14626.456838.740866.61280.72750.12386.23

22、9943.67941.作NR/Rmin图，如下：2.作N(R+1)R/Rmin图，如下：3.从图中得到回流比的适宜区，取R/Rmin=1.478，即R=1.3413，相应的N=11.4。因此适宜回流比为1.3413，理论板数为11.4。1.6理论板数及理论加料位置的确定设NR为理论精馏板数。NS为理论提镏板数，对于泡点进料多元混合物，有如下计算公式：式中，NT为理论板数，求适宜回流比时已得出理论板数为11.4，将已知代入上式，解得NR=6.79，NS=5.61。因此，理论加料位置应为6.79块板上。1.7实际板数及实际加料位置的确定根据Oconnell经验关联式：可确定全塔效率ET。已知。根据

23、全塔平均温度tm=88.1查得该温度下正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷的粘度分别为0.145mPas、0.179mPas、0.230mPas和0.29mPas，由经验关联式可得代入公式，得由全塔效率可知，实际板数取整得，实际板数为20块。（不包括再沸器）实际精馏段板数实际加料位置在NRP+1=13块板上。1.8计算塔径一、精馏段塔径计算（以塔顶第一块板的温度、压力和组成计算）1.确定混合物气液相密度在第一块板上温度为66.6，压力1.1atm，气液相各组分摩尔分率均为，求得平均摩尔质量为81.8kg/kmol，各组分质量分率为：,，。查得在该温度下各组分的密度分别为，则液相混合物平均密度气相混合

24、物可视作理想气体，由理想气体状态方程得气相混合物平均密度2.空塔气速的确定（采用Smith法）最大允许气速由之前所得结果，求得精馏段液体流量气体流量则：根据经验，取板间距HT=0.45m，板上液层高度hl=0.06m，则HT-hl=0.39m，查化工原理课程设计（中国石油大学出版社）书66页图2-7得C20=0.1000。又查资料得，66.6下，各组分的表面张力分别为，混合液体表面张力：因此，求得代入（5）式中得：3.塔径的计算取空塔气速u为最大允许气速的70%，则因此，塔径二、提馏段塔径计算（以塔底第一块板的温度、压力及组成计算）1确定混合物气液相密度在塔底第一块板上温度为109.6，压力1

25、.238atm，液相各组分摩尔分率为，求得平均摩尔质量为103.22kg/kmol，各组分质量分率为：,，。查得在该温度下各组分的密度分别为，则液相混合物平均密度对于气相混合物，在该温度下，已知相平衡常数，则气相组成分别为：，因此气相平均摩尔质量气相可视作理想气体，由理想气体状态方程得气相混合物平均密度2.空塔气速的确定同样采用Smith法：先求得精馏段液体流量气体流量则：同样取板间距HT=0.45m，板上液层高度hl=0.06m，HT-hl=0.39m，查得C20=0.09。又查资料得，109.6下，各组分的表面张力分别为，求得混合液体表面张力：因此，求得代入（5）式中得：3.塔径的计算取空

26、塔气速u为最大允许气速的70%，则因此，塔径算出提馏段塔径大，设计时以提馏段塔径为准，去标准塔径1400mm。1.9全塔热量衡算一、塔顶冷凝器热负荷QC查文献，得塔顶、塔底、进料和回流罐温度下各组分在饱和状态下的焓值，列下表：（焓值单位kcal/kg）组分塔顶气相焓值塔顶液相焓值饱和回流焓值塔底气相焓值塔底液相焓值正戊烷1729385100正己烷173.4928411799正庚烷170888011495正辛烷11093转化成kJ/mol的单位，得下表：组分塔顶气相焓值塔顶液相焓值回流罐温度下饱和液体焓值塔底液相焓值进料液相焓值正戊烷51851280362562430146正己烷62474321

27、28302474213035648正庚烷7117936846334964773239767正辛烷5250544391塔顶气相混合物总焓值:塔顶液相混合物总焓值:回流罐温度下饱和液体总焓值：塔底液相混合物总焓值：进料混合液总焓值：回流罐中液体为过冷液体，为过冷回流，查得回流罐温度50下各组分的比热值分别为：，因此求得回流罐过冷液体总焓值热回流的摩尔流率根据以上求得的焓值，可知冷回流的摩尔流率冷回流比则塔顶冷凝器的热负荷二、塔底再沸器的热负荷QB取全塔热损失Q损=5%QB,根据全塔热量平衡，有：代入数据得三、塔顶冷凝器冷却水用量查得塔顶温度下水的定压比热为4.174kJ/（kg），取冷却水升温10

28、，则冷却水用量为四、塔底再沸器水蒸气用量令水蒸气压力为10atm，查得该压力下饱和水蒸气的温度为180，汽化潜热为2020kJ/kg,则水蒸气用量2.0第一章总结（以表格形式列出）一、全塔物料衡算表项目进料塔顶塔底流率Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷51.2351242.27228.748.994904.9正辛烷19.2121960019.172184.9合计128.071200057.074668.3717331.7组成mol%kg%mol%kg%m

29、ol%Kg%正戊烷0.150.1150.340.29900正己烷0.30.2750.620.6520.040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.669正辛烷0.150.183000.270.298合计111111二、操作条件设计总表项目单位数值回流罐温度50压力atm1塔顶温度66.6压力atm1.1流量kmol/h57.07进料温度78.2压力atm1.169流量kmol/h128.07塔底温度109.6压力atm1.238流量kmol/h71最小回流比0.9073实际回流比1.3413最小理论板数5.28理论板数11.4实际板数20实际精馏段板数12实际提馏段板数8

30、加料位置13块板上塔径mm1400三、全塔热量衡算总表1组分FiKmol/hXFiHFikJ/kmolDiKmol/hWiKmol/hXWiHDikJ/kmolHWikJ/kmol119.210.155667319.40097270238.420.311334.535.42.840.0417737.41951.9351.230.415113.72.2848.990.691144.333669.7419.210.155667.3019.170.27013175.14.全塔热量衡算总表2入方（kJ/h）出方（kJ/h）进料4.84106塔顶产品带出1.63106再沸器供热4.34106塔底产品带出

31、3.46106冷凝器取热3.86106热损失2.17106总计9.18106总计9.18106第二章塔板的结构设计2.1塔板的布置1溢流装置根据第一部分的计算，选择直径为1400mm的标准塔盘，已知塔内液相最大流率为34.76m3/h，根据化工原理课程设计（中国石油大学出版社）P70表2-5，选择塔盘为单溢流流型。2.开孔率估算由阀孔动能因数F0的经验值估算，取F0=10，由可得：（1）精馏段阀孔气速，已知精馏段空塔气速，可以求出开孔率为：（2）提馏段阀孔气速，已知提馏段空塔气速，可以求出开孔率为由估算出的开孔率，精馏段、提馏段均选择施工图号为F1414型标准浮阀塔盘，有关尺寸数据列表如下：塔

32、径1400mm阀孔按三角形75t mm排列t=65浮阀数168塔截面积AT15390cm2开孔率13.05%塔盘间距HT450mm出口堰高度2050可调弓形降液管尺寸堰长L1029 mm一层塔板质量83kg堰宽H225 mmAT/Ad10.45降液管总面积Ad1610 cm2施工图号F14143.受液盘：采用凹形受液盘，盘深50 mm4浮阀的阀型：选F-1型重阀，最小开度25 mm，最大开度8.5 mm，阀孔39 mm，阀径48 mm，质量为33g。5.泪孔：选择两个10的泪空，开在受液盘的中心线上。6塔板布置草图：见方格纸。2.2塔板流体力学计算一、取塔顶第一块板计算（精馏段）1.塔板压力降

33、以液柱高度（mH2O柱表示）则a干板压力降hc计算全开后的干板压降b液层压力降hl忽略板上的液面落差，有式中，为充气系数，取0.5，hw取0.045m，how由下式计算：式中Lh为液相体积流率，Lh=10.3378m3/h,lw为出口堰长，lw=1.029m，查图可知E=1.025，代入求得所以c克服表面张力的压力降h此值一般很小，在此可以忽略不计。综上可得，精馏段塔板压力降得出的结果在3到6毫米汞柱之间，符合实际。2.雾沫夹带量用阿列克山德罗夫经验式计算雾沫夹带量e:式中，HT=450mm，=0.5902，=0.7，u=0.87m/s，hl=58.55mm，m由下式计算：已知塔顶第一块板气相

34、温度为66.6，在该温度下查的各组分的气相粘度分别为：，混合气的总粘度为：代入（7）式求得代入（6）式得得出的结果小于0.1kg雾沫/kg气体，属于正常操作。核算泛点率由（8）式和（9）式求出，取两者之间的较大值。式中，F1为泛点率；为泛点负荷因数，查图得该值为0.127，KS为系统因数，查表得该值为1；将以上各值代入（8）和（9）求得F1=46.94%，F1=45.16%，取两者较大值，即46.94%。根据Glitsch公司建议，直径大于900mm的塔，雾沫夹带量0.1(kg/kg),泛点率应控制在80%以下，而此结果小于80%，核算正确。3.降液管内液面高度降液管内液面高度Hd可由下式计算

35、：式中，通常很小，可以忽略不计；代入上式，可得降液管内液面高度为淹塔检验：不会发生淹塔。4.漏液根据标准塔盘尺寸，开口率为13.03%,求得实际阀孔气速为则，实际该值在8到17之间，属于正常操作范围，不会发生泄漏。5.降液管内液体停留时间及流速（1）液体在降液管内的平均停留时间该值大于7s，符合要求。（2）液体在降液管中的流速ud将ud与允许流速（ud）max进行比较，（ud）max可由以下两个式子中，结果小的那个确定：由此可见允许流速为0.131m/s，要求液体在降液管中得实际流速应小于允许流速的0.70.9倍，即小于0.0919m/s，算出的结果符合要求。二、取塔底第一块板计算（提馏段）1

36、.塔板压力降a干板压力降hc计算全开后的干板压降b液层压力降hl对于提馏段，取0.5，hw取0.045m，how由下式计算：式中Lh为液相体积流率，Lh=34.76m3/h,lw为出口堰长，lw=1.029m，查图可知E=1.025，代入求得所以c克服表面张力的压力降h此值一般很小，在此可以忽略不计。综上可得，提馏段塔板压力降得出的结果在3到6毫米汞柱之间，符合实际。2.雾沫夹带量已知塔底第一块板气相温度为106.6，在该温度下查的各组分的气相粘度分别为：，混合气的总粘度为：代入（7）式求得代入（6）式得得出的结果小于0.1kg雾沫/kg气体，属于正常操作。核算泛点率对于塔底第一块板；查图得该

37、值为0.126，KS查表得该值为1；将以上各值代入（8）和（9）求得F1=57.86%，F1=50.41%，取两者较大值，即57.86%，此结果小于80%，核算正确。3.降液管内液面高度对于提馏段，有，通常很小，可以忽略不计，对于有：代入公式，提馏段降液管内液面高度为淹塔检验：不会发生淹塔。4.漏液根据标准塔盘尺寸，开口率为13.03%,求得实际阀孔气速为则，实际该值在8到17之间，属于正常操作范围，不会发生泄漏。5.降液管内液体停留时间及流速（1）液体在降液管内的平均停留时间该值大于7s，符合要求。（2）液体在降液管中的流速ud将ud与允许流速（ud）max进行比较，（ud）max可由以下两

38、个式子中，结果小的那个确定：由此可见允许流速为0.132m/s，要求液体在降液管中得实际流速应小于允许流速的0.70.9倍，即在小于0.092m/s，算出的结果符合要求。2.3塔板负荷性能图1.精馏段过量雾沫夹带线即过量雾沫夹带线为淹塔线由已知条件求出a、b、c、d的值，如下代入淹塔线方程得过量泄漏线降液管超负荷线液相负荷下限线将五条线画在同一坐标上，并作出操作线R，如下图：见图，操作线与适宜操作区边界线上、下两个交点，其纵坐标分别为5950m3/h、2010.7m3/h ，其比值约为3，即操作弹性为3。2.提馏段过量雾沫夹带线即过量雾沫夹带线为淹塔线由已知条件求出a、b、c、d的值，如下代入

39、淹塔线方程得过量泄漏线降液管超负荷线液相负荷下限线将五条线画在同一坐标上，并以气、液体积流率之比为斜率作出操作线R，如下图：见图，操作线与适宜操作区边界线上、下两个交点，其纵坐标分别为1815.56m3/h、4800 m3/h ，其比值为2.7，即操作弹性为2.7。第三章 塔体结构设计3.1塔体的尺寸、材料及开孔1根据塔内平均温度为88.1，平均压力为1.169atm，参照化工原理课程设计（中国石油大学出版社）P93表3-1，选择筒体材料为Q235钢，公称直径为1400mm，壁厚5mm。2选择标准椭圆封头，公称直径为1400mm，曲面高度为350mm，直边高度为25mm，封头壁厚6mm。3.确

40、定人孔的数目、位置和规格数目及位置：共四个人孔。塔顶处开一个人孔，从塔顶第一块板往下，至第六块板处开一个人孔，进料位置（第十三块板上）开一个人孔，塔底处开一个人孔。人孔处的板间距为0.6m。规格：Dg4504.确定塔筒体高度（1）塔顶空间高度：设计HD=1.25m；（2）进料空间高度：HF=1.2m；（3）塔底空间高度HW取塔底液体停留时间为4分钟，根据塔底液体流量34.76 m3/h及塔截面积1.539 m2可算得为了有所裕度，设计塔底空间高度为2m。综上，塔筒体总高度为加上封头高度，塔总高度为13.4m。5.确定裙座的形式、开孔及尺寸形式：采用圆筒形裙座；开孔：裙座筒体上开4个50mm的排

41、气孔，两个Dg450的人孔；尺寸；因塔底设有再沸器，裙座高度取4m，基础环内径为1200mm，外径为1650mm，螺栓孔中心线直径为1520mm。3.2确定各接管的流速和直径塔顶蒸气出口管的直径dV常压操作，取uV=20m/s，VS要比设计值稍大，取0.95 m3/h，则蒸气导管直径为：参照化工原理课程设计（中国石油大学出版社）P109表3-8，选择接管公称直径Dg为300的接管，伸出管长度为200mm。回流管直径dRuR取2m/s，LS要比设计值稍大，取10.5 m3/h，则回流管管径为：参考防冲管结构尺寸表，选择内管为573.5的防冲管。进料管直径dF采用高位槽进料，uF取0.5m/s，进

42、料混合液密度为628.5 kg/m3，则进料管管径为：参考防冲管结构尺寸表，选择内管为1334的防冲管。塔底出料管管径dW出料管的料液流速uW，取1m/s，则塔底出料管管径为：参考弯管的结构尺寸表，选择内管为1334的弯管。塔底至再沸器的接管管径dL循环比设为5，连接管内液体流速取1.5m/s，连接管内液体流量为：则塔底至再沸器的接管管径为：选择内管为2196的弯管。再沸器反塔联接管管径db取气化分率接管内气体流量蒸气在管内流速取12m/s，则再沸器反塔联接管径为：选择内管为2738的防冲管。3.3塔的辅助设备选用1.冷凝器、冷却器选型设冷却器出口温度为t，则有：两式联立，求得冷却器出口温度为

43、32.8。冷却器的热负荷冷凝器初设K=465W/(m2)，冷凝器进出口温度变化示意如下：塔顶蒸气 66.666.6 40 32.8 冷却水则：传热面积取10%裕度，则A=1.169.5=76.4m2查化工原理课程设计（中国石油大学出版社）附九，选取FLA500-80-25-2型卧式热虹吸式再沸器，相关数据有：加热管为192mm，根数228，壳程流通面积0.1175 m2，管程流通面积0.0201m2。校核计算：a）管程给热系数管程走冷却水，定性温度，查的该温度下水的相关性质：导热系数=0.626W/(mK)，粘度=0.727mPas，定压比热Cp=4.174kJ/(kgK),密度=993.95

44、kg/m3，已知冷却水用量mC=92543.8kg/h,从而算得：冷却水流速；雷诺数普朗特准数因此，可以得到管程给热系数b）壳程给热系数计算内外换热面积及其对数平均值：计算管内壁、外壁温度：液膜平均温度，该温度即为定性温度，查的该温度下塔顶混合液体各组分密度、导热系数、粘度和66.6下的潜热，列下表：组分摩尔组成（W/(mK)）（mPas）（kg/m3）r（kJ/kg）正戊烷00.10180.16580320正己烷0.340.10760.218608340正庚烷0.620.11340.265640342正辛烷0.040.12210.34665339平均值0.105860.20600.8333.28又将以上所得结果，代入下式得壳程给热系数查石油化学工程原理（中国石化出版社，上册）可得管内污垢热阻为,壳程污垢热阻为，可求总传热系数在此传热系数下，求得传热面积而所选的冷凝器的计算传热面积为79m2，满足要求，因此所选冷凝器合适。冷却器取K=400W/(m2)，冷却器进出口介质温度变化示意如下：冷却水 3032.85066.6 塔顶产品求得所需传热面积取10%裕度，则A=1.19.7=10.67 m2查化工原理课